化工原理課程設計-苯-甲苯精餾塔設計

1、資料前 言化工原理課程設計是培養(yǎng)學生化工設計能力的重要教學環(huán)節(jié)，通過課程設計使我們初步掌握化工設計的基礎知識、設計原則及方法；學會各種手冊的使用方法及物理性質、化學性質的查找方法和技巧；掌握各種結果的校核，能畫出工藝流程、塔板結構等圖形。在設計過程中不僅要考慮理論上的可行性，還要考慮生產上的安全性、經濟合理性?；どa常需進行液體混合物的分離以達到提純或回收有用組分的目的，精餾是利用液體混合物中各組分揮發(fā)度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝達到輕重組分分離的方法。塔設備一般分為階躍接觸式和連續(xù)接觸式兩大類。前者的代表是板式塔，后者的代表則為填料塔。篩板塔和泡罩塔相比較具有下列特點：生產能力大

2、于10.5%，板效率提高產量15%左右；而壓降可降低30%左右；另外篩板塔結構簡單，消耗金屬少，塔板的造價可減少40%左右；安裝容易，也便于清理檢修。本次課程設計為年處理含苯質量分數36%的苯-甲苯混合液4萬噸的篩板精餾塔設計，塔設備是化工、煉油生產中最重要的設備之一。它可使氣(或汽)液或液液兩相之間進行緊密接觸，達到相際傳質及傳熱的目的。在設計過程中應考慮到設計的精餾塔具有較大的生產能力滿足工藝要求，另外還要有一定的潛力。節(jié)省能源，綜合利用余熱。經濟合理，冷卻水進出口溫度的高低，一方面影響到冷卻水用量。另一方面影響到所需傳熱面積的大小。即對操作費用和設備費用均有影響，因此設計是否合理的利用熱

3、能R等直接關系到生產過程的經濟問題。目錄第一章 緒論11.1 精餾條件的確定11.1.1 精餾的加熱方式11.1.2 精餾的進料狀態(tài)11.1.3 精餾的操作壓力11.2 確定設計方案11.2.1 工藝和操作的要求21.2.2 滿足經濟上的要求21.2.3 保證安全生產2第二章 設計計算32.1 設計方案的確定32.2 精餾塔的物料衡算32.2.1 原料液進料量、塔頂、塔底摩爾分率32.2.2 原料液及塔頂、塔底產品的平均摩爾質量32.2.3 物料衡算32.3 塔板計算42.3.1 理論板數NT的求取42.3.2 全塔效率的計算62.3.3 求實際板數72.3.4 有效塔高的計算72.4 精餾塔

4、的工藝條件及有關物性數據的計算82.4.1 操作壓力的計算82.4.2 操作溫度的計算82.4.3 平均摩爾質量的計算82.4.4 平均密度的計算102.4.5 液體平均表面張力的計算112.4.6 液體平均黏度的計算122.4.7 氣液負荷計算132.5 塔徑的計算132.6 塔板主要工藝尺寸的計算152.6.1 溢流裝置計算152.6.2 塔板布置182.7 篩板的流體力學驗算塔板壓降192.7.1 精餾段篩板的流體力學驗算塔板壓降192.7.2 提餾段篩板的流體力學驗算塔板壓降212.8 塔板負荷性能圖232.81 精餾段塔板負荷性能圖232.82 提餾段塔板負荷性能圖26第三章 設計結

5、果一覽表30第四章 板式塔結構314.1 塔頂空間314.2 塔底空間314.3 人孔314.4 塔高31第五章 致謝34參考文獻35第1章 緒論1.1 精餾條件的確定本精餾方案適用于工業(yè)生產中苯-甲苯溶液二元物系中進行苯的提純。精餾塔苯塔的產品要求純度很高，而且要求塔頂、塔底產品同時合格，普通的精餾溫度控制遠遠達不到這個要求。故在實際生產過程控制中只有采用靈敏板控制才能達到要求。故苯塔采用溫差控制。1.1.1 精餾的加熱方式蒸餾釜的加熱方式通常采用間接蒸汽加熱，設置再沸器。有時也可采用直接蒸汽加熱。然而，直接蒸汽加熱，由于蒸汽的不斷通入，對塔底溶液起了稀釋作用，在塔底易揮發(fā)物損失量相同的情況

6、下，塔底殘液中易揮發(fā)組分的濃度應較低，因而塔板數稍有增加。采用直接蒸汽加熱時，加熱蒸汽的壓力要高于釜中的壓力，以便克服蒸汽噴出小孔的阻力及釜中液柱靜壓力。 精餾的進料狀態(tài)進料狀態(tài)直接影響到進料線（q線）、操作線和平衡關系的相對位置，對整個塔的熱量衡算也有很大的影響。和泡點進料相比：若采用冷進料，在分離要求一定的條件下所需理論板數少，不需預熱器，但塔釜熱負荷（一般需采用直接蒸汽加熱）從總熱量看基本平衡，但進料溫度波動較大，操作不易控制；若采用露點進料，則在分離要求一定的條件下，所需理論板數多，進料前預熱器負荷大，能耗大，同時精餾段與提餾段上升蒸汽量變化較大，操作不易控制，受外界條件影響大。泡點進

7、料介于二者之間，最大的優(yōu)點在于受外界干擾小，塔內精餾段、提餾段上升蒸汽量變化較小，便于設計、制造和操作控制。故此設計采用泡點進料。1.1.3 精餾的操作壓力精餾操作在常壓下進行，因為苯沸點低，適合于在常壓下操作而不需要進行減壓操作或加壓操作。同時苯物系在高溫下不易發(fā)生分解、聚合等變質反應且為液體（不是混合氣體）。所以，不必要用加壓或減壓精餾。另一方面，加壓或減壓精餾能量消耗大，在常壓下能操作的物系一般不用加壓或減壓精餾。1.2 確定設計方案確定設計方案總的原則是在可能的條件下，盡量采用科學技術上的最新成就，使生產達到技術上最先進、經濟上最合理的要求，符合優(yōu)質、高產、安全、低消耗的原則。為此，必

8、須具體考慮如下幾點： 工藝和操作的要求所設計出來的流程和設備，首先必須保證產品達到任務規(guī)定的要求，而且質量要穩(wěn)定，這就要求各流體流量和壓頭穩(wěn)定，入塔料液的溫度和狀態(tài)穩(wěn)定，從而需要采取相應的措施。其次所定的設計方案需要有一定的操作彈性，各處流量應能在一定范圍內進行調節(jié)，必要時傳熱量也可進行調整。因此，在必要的位置上要裝置調節(jié)閥門，在管路中安裝備用支線。計算傳熱面積和選取操作指標時，也應考慮到生產上的可能波動。再其次，要考慮必需裝置的儀表(如溫度計、壓強計，流量計等)及其裝置的位置，以便能通過這些儀表來觀測生產過程是否正常，從而幫助找出不正常的原因，以便采取相應措施。 滿足經濟上的要求要節(jié)省熱能和

9、電能的消耗，減少設備及基建費用。如前所述在蒸餾過程中如能適當地利用塔頂、塔底的廢熱，就能節(jié)約很多生蒸汽和冷卻水，也能減少電能消耗。又如冷卻水出口溫度的高低，一方面影響到冷卻水用量，另方面也影響到所需傳熱面積的大小，即對操作費和設備費都有影響。同樣，回流比的大小對操作費和設備費也有很大影響。 保證安全生產例如苯屬有毒物料，不能讓其蒸汽彌漫車間。又如，塔是指定在常壓下操作的，塔內壓力過大或塔驟冷而產生真空，都會使塔受到破壞，因而需要安全裝置。以上三項原則在生產中都是同樣重要的。但在化工原理課程設計中，對第一個原則應作較多的考慮，對第二個原則只作定性的考慮，而對第三個原則只要求作一般的考慮。第二章

10、設計計算2.1 設計方案的確定本設計采用連續(xù)精餾流程，飽和液體進料。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內，其余部分經產品冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系屬于易分離物系，最小回流比比較小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用飽和蒸汽間接加熱，塔底產品冷卻后送至儲罐。2.2 精餾塔的物料衡算原料液進料量、塔頂、塔底摩爾分率 （生產能力）進料量：F=85000t/年苯的摩爾質量 MA=78.11Kg/mol甲苯的摩爾質量 MB=92.13Kg/mol原料液及塔頂、塔底產品的平均摩爾質量物料衡算 原料處理量 總物料衡算F=D+W=137kmol/h苯物料衡算 聯立解得：D=59.

11、43Kmol/h W=77.57Kmol/h2.3 塔板計算理論板數NT的求取(1) 相對揮發(fā)度的求取查 溫度-組成 圖得td=80 tw=92.6（由表2）當取td=80時當取 td=92.6時 ，(2)最小回流比的求取由于是飽和液體進料，有q=1，q線為一垂直線，故，根據相平衡方程有最小回流比為對于平衡曲線不正常情況下，取回流比R=(1.1-2)RminR=1.5Rmin=2.16（3） 精餾塔的氣、液相負荷(4)操作線方程精餾段操作線方程提餾段操作線方程(5)逐板法求理論板數計算過程如下相平衡方程 即 變形得： 精餾段操作線方程提餾段操作線方程用精餾段操作線和相平衡方程進行逐板計算：故精

12、餾段理論板數n=7用提餾段操作線和相平衡方程繼續(xù)逐板計算：故提餾段理論板數n=8（不包括再沸器）全塔效率的計算由 td=80 tw=92.6計算出 tm=93.5 根據表6分別查得苯、甲苯在平均溫度下的粘度內差法計算出 ，平均粘度由公式，得根據奧康奈爾（Oconnell）公式計算全塔效率2.3.3求實際板數精餾段實際板層數提餾段實際板層數全塔共有塔板28塊，進料板在第14塊板。有效塔高的計算精餾段有效塔高提餾段有效塔高在精餾段和提餾段各設人孔一個，高度為600mm,故有效塔高2.4精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算2.4.1操作壓力的計算塔頂操作壓力P101.3 kPa每層塔板壓降 P0.7

13、 kPa進料板壓力101.3+0.7×13110.4kPa塔底操作壓力=101.3+0.7×15111.8kPa精餾段平均壓力（101.3+110.4）/2105.85 kPa提餾段平均壓力=（110.4+111.8）/2 =111.1kPa操作溫度的計算80精餾段平均溫度=（ 80+92.6）/2 = 86.3提餾段平均溫度=（92.6+107）/2 =99.82.4.3平均摩爾質量的計算塔頂平均摩爾質量計算 由,得x1=0.959進料板平均摩爾質量計算 由上面理論板的算法，得0.654，0.43塔底平均摩爾質量計算由 =0.01,由相平衡方程，得=0.026 精餾段平均

14、摩爾質量 提餾段平均摩爾質量平均密度的計算氣相平均密度計算 由理想氣體狀態(tài)方程計算，精餾段的平均氣相密度即 提餾段的平均氣相密度液相平均密度計算 液相平均密度依下式計算，即 由tD80，查手冊得 塔頂液相的質量分率 求得 得 由tf92.06，查共線圖得 塔頂液相的質量分率 求得 得 c.塔底液相平均密度的計算 由tw107， 塔頂液相的質量分率 得 精餾段液相平均密度為 提餾段液相平均密度為液體平均表面張力的計算由公式：a.塔頂液相平均表面張力的計算 由 tD80，查手冊 b.進料板液相平均表面張力的計算 由tF92.06，查共線圖得 c.塔底液相平均表面張力的計算 由tw107，查共線圖得

15、 精餾段液相平均表面張力為 提餾段液相平均表面張力為液體平均黏度的計算由公式：及查手冊得塔頂液相平均黏度的計算由 tD80，查共線圖得 a. 進料板液相平均黏度的計算由tF92.06，查共線圖得b. 塔底液相平均黏度的計算由tw107，查共線圖得 精餾段液相平均黏度為 提餾段液相平均黏度為氣液負荷計算精餾段：提餾段：2.5塔徑的計算塔板間距HT的選定很重要，它與塔高、塔徑、物系性質、分離效率、塔的操作彈性，以及塔的安裝、檢修等都有關?？蓞⒄障卤硭窘涷炾P系選取。 表2.1 板間距與塔徑關系塔徑DT，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板間距HT，mm200300250

16、350300450350600400600對精餾段：初選板間距，取板上液層高度，；查史密斯關聯圖 得C20=0.070；依式校正物系表面張力為可取安全系數為0.7，則（安全系數0.60.8）， 按標準塔徑圓整為1.6m,則空塔氣速0.73m/s。對提餾段：初選板間距，取板上液層高度，故；查史密斯關聯圖 得C20=0.065；依式校正物系表面張力為可取安全系數為0.7，則（安全系數0.60.8），故按標準,塔徑圓整為2.0m,則空塔氣速0.46m/s。將精餾段和提溜段相比較可以知道二者的塔徑不一致，根據塔徑的選擇規(guī)定，對于相差不大的二塔徑取二者中較大的，因此在設計塔的時候塔徑取2m。2.6塔板主

17、要工藝尺寸的計算溢流裝置計算精餾段 因塔徑D2m，可選用單溢流弓形降液管，采用平行受液盤。對精餾段各項計算如下：a)溢流堰長：單溢流區(qū)=（0.60.8）D，取堰長為=0.60D=0.60×2.0=1.2mb)出口堰高：， 查液流收縮系數計算圖可以 圖2.1液流收縮系數計算圖查得E=1.04,則故 c)降液管的寬度與降液管的面積：由查弓形降液管的寬度與面積圖圖2.2弓形降液管的寬度與面積，利用計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積，即（大于5s，符合要求）d)降液管底隙高度：取液體通過降液管底隙的流速（0.07-0.25m/s）依式滿足條件，故降液管底隙高度設計合理e)受液盤采用平

18、行形受液盤，不設進堰口，深度為60mm提餾段 因塔徑D2m，可選用單溢流弓形降液管，采用平行受液盤。對精餾段各項計算如下： a)溢流堰長：單溢流區(qū)lW=（0.60.8）D，取堰長為0.60D=0.60×2.0=1.2m b)出口堰高：， 查液流收縮系數計算圖可以得到液流收縮系數E。 查得E=1.04,則故 c)降液管的寬度與降液管的面積：由查弓形降液管的寬度與面積圖可得， ， 利用計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積，d)降液管底隙高度：取液體通過降液管底隙的流速（0.07-0.25m/s）滿足條件，故降液管底隙高度設計合理e)受液盤采用平行形受液盤，不設進堰口，深度為60mm

19、塔板布置a)塔板的分塊 因D1200mm，故塔板采用分塊式。塔極分為4塊。對精餾段：取邊緣區(qū)寬度由于小塔邊緣區(qū)寬度取3050mm所以這里取安定區(qū)寬度由于D=1.2m<1.5m故b)開孔區(qū)面積計算開孔區(qū)面積，篩孔數與開孔率：本例所處理是物系無腐蝕性，可選用碳鋼板，取篩板直徑，篩孔按正三角形排列取孔中心距t為則每層板上的開孔面積為氣體通過篩孔的氣速為：2.7 篩板的流體力學驗算塔板壓降精餾段篩板的流體力學驗算塔板壓降(1) 干板阻力計算。干板阻力由下式計算： 由，查篩板塔汽液負荷因子曲線圖圖2.3得液柱(2) 氣體通過液層的阻力計算。氣體通過液層的阻力由下式計算，即查充氣系數關聯圖得。故。(

20、3) 液體表面張力的阻力計算。液體表面張力所產生的阻力由下式計算，即：氣體通過每層塔板的液柱高度按下式計算：氣體通過每層塔板的壓降為：(2) 液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且本設計的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。(3) 溢流液泛為防止塔內發(fā)生液泛，降液管內液層高應服從下式所表示的關系，即：塔板不設進口堰 則苯甲苯物系屬一般物系，取，則：所以設計中不會發(fā)生液泛現象(4) 霧沫夾帶霧沫夾帶按下式計算：故液沫夾帶量在允許的范圍內。(5) 漏液對篩板塔，漏液點氣速可由以下公式計算：穩(wěn)定系數為故在本設計中無明顯漏液。提餾段篩板的流體力學驗算塔板壓降(1)干板阻力計算。干板阻力由下式計算

21、：，查篩板塔汽液負荷因子曲線圖得(2) 氣體通過液層的阻力計算。 查充氣系數關聯圖得。 故。(3) 液體表面張力的阻力計算。 液體表面張力所產生的阻力由下式計算，即：氣體通過每層塔板的液柱高度按下式計算： 氣體通過每層塔板的壓降為：(2) 液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且本設計的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。(3) 溢流液泛為防止塔內發(fā)生液泛，降液管內液層高應服從下式所表示的關系，即：塔板不設進口堰 則苯甲苯物系屬一般物系，取，則：所以設計中不會發(fā)生液泛現象(4) 霧沫夾帶霧沫夾帶按下式計算：故液沫夾帶量在允許的范圍內。(5) 漏液對篩板塔，漏液點氣速可由以下公式計算：穩(wěn)定系

22、數為故在本設計中無明顯漏液。2.8塔板負荷性能圖2.81 精餾段塔板負荷性能圖(1)漏液線, ， 得：整理得：在操作范圍內，任取幾個值，依上式計算出值，計算結果列于下表表2.2 漏液線計算結果 0.003 0.004 0.005 0.006 0.01 1.22 1.24 1.254 1.27 1.32由上表數據即可作出漏液線1(2)霧沫夾帶線為限，：在操作范圍內，任取幾個值，依上式計算出值，計算結果列于下表表2.3 霧沫夾帶線計算結果 0.003 0.004 0.005 0.006 0.01 4.001 3.89 3.79 3.696 3.361由上表數據即可作出液沫夾帶線2(3)液相負荷下限

23、線對于平直堰，取堰上液層高度作為最小液體負荷標準:據此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限線3(4)液相負荷上限線以作為液體在降液管中停留時間的下限據此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷上限線4。(5)液泛線由E=1.04,.得：，代入整理得：在操作范圍內，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結果列于表2.4。表2.4Ls /(m3/s) 0.003 0.004 0.005 0.006 0.01Vs /(m3/s)9.74 9.46 9.13 8.817.18圖2.4 精餾段負荷性能圖2.82提餾段塔板負荷性能圖(1)漏液線, ， 整理得：在操作范圍內，任取幾個值，依上式計算出值，計算結

24、果列于下表2.5 漏液線計算結果 0.003 0.004 0.005 0.006 0.01 0.92 0.92 0.93 0.94 0.80 由上表數據即可作出漏液線1(2)霧沫夾帶線以，求：在操作范圍內，任取幾個值，依上式計算出值，計算結果列于下表表2.6 液沫夾帶線計算結果 0.003 0.004 0.005 0.006 0.01 3.626 3.527 3.436 3.357 3.04 由上表數據即可作出液沫夾帶線2(3)液相負荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度作為最小液體負荷標準:據此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限線3(4)液相負荷上限線以作為液體在降液管中停留時間的下限據此可

25、作出與氣體流量無關的垂直液相負荷上限線4。(5)液泛線由E=1.04,=1.2得：，代入整理得： 在操作范圍內，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結果列于表 表2.7 Ls/(m³/s) 0.0030.0040.0050.0060.01 Vs /(m³/s)12.412.2812.1712.0611.66第3章 設計結果一覽表項目符號單位計算數據精餾段提留段各段平均壓強PmkPa105.85111.1各段平均溫度tm86.399.8平均流量氣相VSm3/s 1.471.46液相LSm3/s0.0360.086實際塔板數N塊78板間距HTm0.400.40塔的有效高度Z

26、m4.85.6塔徑Dm22空塔氣速um/s0.730.46塔板液流形式單流型單流型溢流管型式弓形弓形堰長lwm1.21.2堰高hwm0.0460.04溢流堰寬度Wdm0.1980.198管底與受業(yè)盤距離hom0.03750.09板上清液層高度hLm0.060.06孔徑domm5.05.0孔間距tmm2020孔數n個72197219開孔面積m20.1420.142篩孔氣速uom/s10.3510.35塔板壓降hPkPa0.5250.540液體在降液管中停留時間s5.265.26降液管內清液層高度Hdm0.1270.13霧沫夾帶kg液/kg氣0.007320.00657負荷上限霧沫夾帶控制霧沫夾帶

27、控制負荷下限漏液控制漏液控制第四章 板式塔結構板式塔內部裝有塔板、降液管、各物流的進出口管及人孔（手孔）、基座、除沫器等附屬裝置。除一般塔板按設計板間距安裝外，其他處根據需要決定其間距。4.1 塔頂空間塔頂空間指塔內最上層塔板與塔頂的間距。為利于出塔氣體夾帶的液滴沉降，此段遠高于板間距（甚至高出一倍以上），本塔塔頂空間取4.2塔底空間塔底空間指塔內最下層塔底間距。其值由如下兩個因素決定。塔底駐液空間依貯存液量停留35min或更長時間（易結焦物料可縮短停留時間）而定。塔底液面至最下層塔板之間要有12m的間距，大塔可大于此值。本塔取4.3人孔一般每隔68層塔板設一人孔。設人孔處的板間距等于或大于6

28、00mm，人孔直徑一般為450500mm，其伸出塔體得筒體長為200250mm，人孔中心距操作平臺約8001200mm。本塔設計每7塊板設一個人孔，共兩個，即4.4塔高故全塔高為14.5m，另外由于使用的是虹吸式再沸器，可以在較低位置安置，所以裙座取了較小的1.5m。主要基礎數據表1 苯和甲苯的物理性質項目分子式分子量M沸點（）臨界溫度tC（）臨界壓強PC（kPa）苯AC6H678.1180.1288.56833.4甲苯BC6H5CH392.13110.6318.574107.7表2 苯和甲苯的飽和蒸汽壓溫度80.1859095100105105,kPa101.33116.9135.5155.

29、7179.2204.2240kPa40.046.054.063.374.386.0101、33表3 常溫下苯甲苯氣液平衡數據（2：例11附表2）溫度80.1859095100105液相中苯的摩爾分率1.0000.7800.5810.4120.2580.130汽相中苯的摩爾分率1.0000.9000.7770.6300.4560.262表4 純組分的表面張力(1：附錄圖7)溫度8090100110120苯 甲苯 21.27 21.6920.0620.5918.8519.9417.6618.4116.4917.31表5 組分的液相密度(1：附錄圖8)溫度()8090100110120苯,kg/81

30、5803.9792.5780.3768.9甲苯,kg/810800.2790.3780.3770表6 液體粘度µ（1：）溫度()8090100110120苯（mP.s）0.3080.2790.2550.2330.215甲苯（mP.s）0.3110.2860.2640.2540.228表7常壓下苯甲苯的氣液平衡數據溫度t液相中苯的摩爾分率x氣相中苯的摩爾分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.0第五章 致謝兩個星期的課程設計終于完了，此次的